催化裂化装置反应-再生及分馏系统工艺毕业设计

哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）1催化裂化装置反应- 再生及分馏系统工艺设计哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）2目 录摘 要I第一章 前 言 .31.1 催化裂化的目的及意义.31.2 催化裂化技术发展 . 41.3 设计内容. .4第二章 工艺叙述 .52.1 分馏系统.62.2 分馏系统.62.3 吸收稳定系统.6第三章 设计原始数据 .73.1 开工时.73.2 处理量.73.3 原始数据及再生-反应及分馏操作条件. 9第四章 反应-再生系统工艺计算.114.1 再生系统. .114.1.1 燃烧计算 114.1.2 热量平衡 124.1.2.1 热流量入方. 124.1.2.2 热流量出方. 134.1.3 催化剂循环量.134.1.4 空床流速15哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）34.1.4.1 密相床层154.2 反应器.164.2.1 物料衡算.164.2.2 热量衡算. 184.2.2.1 热量入方 . 各进料温度184.2.2.2 热量出方 194.2.3 提升管工艺计算.214.2.3.1 提升管进料处的压力和温度. 214.2.3.2 提升管直径. 214.2.3.3 预提升段的直径和高度.234.2.4 旋风分离器工艺计算.244.2.4.1 筒体直径 .244.2.2.2 一级入口截面积 254.2.2.3 二级入口截面积. 254.2.2.4 算旋风分离器组数 25 4.2.2.5 一级腿负荷及管径 25第五章 分馏塔能量平衡计算. 27第六章 计算结果汇总 .29结束语 30参考文献 31致 谢.32哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）4第一章 前 言1.1 催化裂化的目的及意义我国原油偏重，轻质油品含量低，为增加汽油、柴油、乙烯用裂解原料等轻质油品产量。我过炼油工业走深度加工的道路，形成了以催化裂化（FCC）为主体，延迟焦化、加氢裂化等配套的工艺路线。2001 年底全国有 147 套催化裂化装置，总加工能力超过 100.0Mt/a ，比 1991 年增加 58.4 Mt/a，增长 137.16%，可以说是世界上催化裂化能力增长最迅速的国家。催化裂化是重要的重质油轻质化过程之一，在汽油和柴油等轻质油品的生产占有很重要的地位。催化裂化过程在炼油工业，以至国民经济中只有重要的地位。在我国，由于多数原油偏重，而 H/C 相对较高且金属含量相对较低，催化裂化过程，尤其是重油催化过程的地位显得更为重要。随着工业、农业、交通运输业以及国防工业等部门的迅速发展，对轻质油品的需求量日益增多，对质量的要求也越来越高。以汽油为例，据 1988 年统计，全世界每年汽油总消费量约为 6.64 亿吨以上，我国汽油总量为 1750 万吨，从质量上看，目前各国普通级汽油一般为 9192（RON） ，优质汽油为 9698（RON） 。为了满足日益严格的市场需求,催化裂化工艺技术也在进一步发展和改进.本设计是对催化裂化反应-再生及分馏系统进行工艺上的设计与分析。1.2 催化裂化技术发展状况80 年代以来，催化裂化技术的进展主要体现在两个方面： 开发成功掺炼渣油（常压渣油或减压渣油）的渣油催化裂化技术（称为渣油 FCC，简写为 RFCC）； 催化裂化家族技术，包括多产低碳烯烃的 DCC 技术，多产异构烯烃的 MIO 技术和最大量生产汽油、液化气的 MGG 技术。目前国外新开发的重油催化裂化技术有：渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”、毫秒催化裂化工艺（MSCC ）双台组合循环裂化床工艺、剂油短接触工艺（SCT） 、双提升管工艺、两段渣油改质技术等等。国内灵活双效催化裂化工艺（FDFCC） 、VRFCC 技术、催化裂化（MIP ）新技术等等。下面以两个技术说明一下：哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）5（1）渣油加氢处理一催化裂化组合工艺基础研究的应用 它是在对加氢处理和催化裂化两种工艺过程的特点、原料产品性质及加工方案进行深入研究的基础上，经过理论分析，实验室及工业试验后开发出的一种新的石油加工工艺“渣油加氢处理(VRDS)一催化裂化(FCC)组合工艺”。 流化催化裂化（ FCC）是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的一种重要方法。据统计，截止到 1999 年 1 月 1 日，全球原油加工能力为 4 015.48 Mt/a，其中催化裂化装置的加工能力为 668.37 Mt/a，约占一次加工能力的 16.6%，居二次加工能力的首位。美国原油加工能力为 821.13 Mt/a，催化裂化能力为 271 Mt/a，居界第一，催化裂化占一次加工能力的比例为 33.0%。我国催化裂化能力达 66.08 Mt/a，约占一次加工能力的38.1%，居世界第二位。世界 RFCC 装置原料中渣油的平均量为 15%20%。从国外各大公司对原料的要求来看，残炭与金属两个指标已分别达到 8%和 20 g/g。而国内渣油催化裂化原料的残炭一般达到 6%，金属 15 g/g，与国外水平相比，尚有潜力。中国石化集团公司 FCC 装置中约 80%都掺炼不同比例的渣油，平均掺渣比约为26%， 1989-1997 年，掺炼重质油的比例从 18.52%增至 43.64%。我国大庆石蜡基原油具有残炭低、金属含量低的特点，其减压渣油的残炭为 8.95%，金属为 7 g/g，所以大庆减压渣油可以直接进行催化裂化。前郭炼油厂已进行了大庆全减压渣油催化裂化的尝试，但未见国外全减压渣油催化裂化的报道（2）两段提升管催化裂化（TSRFCC）新技术TSRFCC 可大幅度提高原料的转化深度，同比加工能力增加 2030%；显著改善产品分布，轻油收率提高 23 个百分点，液收率提高 34 个百分点，干气和焦炭产率大大降低；产品质量得到明显改善，汽油烯烃含量下降 20 个百分点以上，柴油密度减小、十六烷值提高，汽油和柴油的硫含量都明显降低。采用两段提升管催化裂化技术可使企业获得巨大的经济效益。1.3 设计的主要内容1.设计专题的经济、技术背景分析 2.工艺流程的选择3.主要设备物料、能量衡算 4.主要设备工艺尺寸计算5.装置工艺流程、再生器、反应器提升管工艺流程图的绘制 6.再生器、反应器提升管、分馏塔能量衡算 哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）6第二章 工艺叙述工艺流程说明该装置工艺流程分四个系统如图 2-1提升管反应器 沉降器再生器 图 2-1催 化 裂 化 装 置 工 艺 流 程 图回 炼 油 浆催 化剂 罐 主 风 机 加 热 炉水 蒸 汽 新 原 料 油油 浆重 柴 油轻 柴 油粗 汽 油富 气气提塔塔馏分回炼油罐水 蒸 气2.1 反应-再生系统原料油经过加热汽化后进入提升管反应器进行裂化。提升管中催化剂处于稀相流化输送状态，反应产物和催化剂进入沉降器，并经汽提段用过热水蒸气汽提，再经旋风分离器分离后，反应产物从反应系统进入分馏系统，催化剂沉降到再生器。在再生器中用空气使催化剂流化，并且烧去催化剂表面的焦炭。烟气经旋风分离器和催化剂分离后离开装置，使催化剂在装置中循环使用。反应系统主要由反应器和再生器组成。原料油在装有催化剂的反应器中裂化，催化剂表面有焦炭沉积。沉积的焦炭的催化剂在再生器中烧焦进行再生，再生后的催化剂返回反应器重新使用。反应器主要为提升管，再生器为流化床。再生器的主要作用是：烧去催化剂上因反应而生成的积炭，使催化剂的活性得以哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）7恢复。再生用空气由主风机供给，空气通过再生器下面的辅助燃烧室及分布管进入。在反应系统中加入水蒸汽其作用为：（1）雾化从提升管底部进入使油气雾化，分散，与催化剂充分接触；（2）预提升在提升管中输送油气；（3）汽提从沉降器底部汽提段进入，使催化剂颗粒间和颗粒内的油气汽提，减少油气损失和焦炭生成量，从而减少再生器负荷。汽提水蒸气占总水蒸气量的大部分。 （4）吹扫、松动反应器、再生器某些部位加入少量水蒸气防止催化剂堆积、堵塞。2. 2 分馏系统 由反应器来的反应产物油气从底部进入分馏塔，经塔底部的脱过热段后在分馏段分割成几个中间产品：塔顶为富气，汽油，侧线有轻柴油，重柴油和回炼油，塔底产品为油浆。轻、重柴油分别经汽提后，再经换热，冷却后出装置。分馏系统主要设备是分馏塔，裂化产物在分馏塔中分馏成各种馏分的油品。塔顶汽在粗汽油分离罐中分成粗汽油和富气。分馏塔具有的特点有:(1)分馏塔底部设有脱过热段,用经过冷却的油浆把油气冷却到饱和状态并洗下夹带的粉尘以便进行分馏和避免堵塞塔盘。（2）设有多个循环回流：塔顶循环回流、一至两个中段回流、油浆回流。（3）塔顶回流采用循环回流而不用冷回流。2. 3 吸收稳定系统该系统主要由吸收塔，再吸收塔，解吸塔及稳定塔组成。从分馏塔顶油气分离器出来的富气中带有汽油部分，而粗汽油中则溶解有 C3，C 4 组分。吸收稳定系统的作用就是利用吸收和精馏方法，将富气和粗汽油分离成干气（C 2） ，液化气（C 3 、 C4）和蒸汽压合格的稳定汽油。哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）8第三章 设计原始数据3.1 处理量100 万吨/年 + 学号 2 万吨/年 即：100 + 2 2 = 104 万吨/年3.2 开工时 8000 小时每年则处理量为：104 10 3 104 8000 = 130000 kg/h3.3 原始数据及再生-反应及分馏操作条件原料油及产品性质分别见表 3-1、表 3-2产品的收率及性质见表 3-3 再生器操作及反应条件见表 3-4、提升管反应器操作条件表 3-5 催化裂化分馏塔回流取热分配见表 3-6分馏塔板形式及层数见表 3-7 分馏塔操作条件表见 3-8表 3-1 原料油及产品性质物料，性质 稳定汽油 轻柴油 回炼油 回炼油浆 原料油密度 0.7423 0.8707 0.8800 0.9985 0.8995初馏点 54 199 288 22410% 78 221 347 380 37730% 106 257 360 425 43850% 123 268 399 450 51070% 137 300 431 470 55090% 163 324 440 490 700恩氏蒸馏终馏点 183 339 465平均相对分子量哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）9表 3-2 原料油的主要性质项目 数据 项目 数据密度 0.8995 族组成分析/W%馏程 饱和烃 62.27初馏点 224 芳烃 2510% 377 胶质 11.8830% 438 沥青质 0.85350馏出率/v% 7.5 重金属含量/gg -1500馏出率/v% 49 Ni 5.99元素组成/w% V 4.77C 84.81 Na 0.32H 12.85 Fe 5.91硫/w% 0.77 残炭，W% 5.38表 3-3 产品产率（质量分数）产品 产率% 流量，t/h干气 5.0液化气 11.0稳定汽油 48.0轻柴油 21.2油浆 6.0焦炭 8.0损失 0.8原料油 100.0表 3-4 再生器操作条件项目 数据 备注再生器顶部压力/ MPa 0.200主风入再生器温度/ 162再生器密相温度/ 700待生剂温度/大气温度/ 25大气压力/ MPa 0.1013空气相对湿度/% 70烟气组成（体）/%CO2 14.2CO 0.2O2 4.0焦碳组成/ H/C，质待生剂含碳量/% 1.10再生剂含碳量/% 0.02烧焦碳量/ t/h哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）10表 3-5 提升管反应器操作条件项目 数据 备注提升管出口温度/ 505沉降器顶部压力/ MPa 0.200原料预热温度/ 235回炼油进反应器温度/ 265回炼油浆进反应器温度/ 350催化剂活性/% 60.0剂油比 6.0反应时间/ S 3.0回炼比 0.5催化剂循环量/ th -1原料进料量/ th -1回炼油/回炼油浆 1：0.25表 3-6 催化裂化分馏塔回流取热分配（参考）物 料 顶循环回流 一中循环回流 二中循环回流 油浆循环回流取热比例% 1520 1520 1520 4050备注表 3-7 分馏塔塔板形式及层数（参考）序号 塔 段 塔 板 形 式 层 数1 油浆换热段 人字挡板或园型挡板 682 回炼油抽出以下 固舌形 23 回炼油抽出口上至一中回流抽出下口下固舌形，条形浮阀，填料 10124 一中回流 固舌形，条形浮阀，填料 345 轻柴油抽出以上至顶循环回流段抽出下固舌形，筛孔，条形浮阀，填料 896 循环回流段 固舌形，条形浮阀，填料 34分馏塔总塔板数 2832哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）11表 3-8 催化裂化分馏塔操作条件（参考）序号 物 料 温度 /压力 /MPa塔板位置 塔板类型1 分馏塔塔顶油气 125 0.255 30 浮阀2 顶循环回流 100 30 浮阀3 顶循环回流出塔 160 27 浮阀4 富吸收油( 再吸收油，视为轻柴油）返分馏塔120 20 浮阀5 轻柴油抽出 220 19 浮阀6 一中回流返回 160 18 浮阀7 一中回流抽出 275 16 固舌形8 回炼油返回 210 5 固舌形9 回炼油抽出 265 2 固舌形10 油浆循环回流返回 270 1 固舌形11 回炼油浆抽出 350 塔底12 循环/外排油浆抽出 350 塔底13 轻柴油汽提蒸汽温度 250 1.014 反应油气进分馏塔 500 塔底哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）11第四章 反应-再生系统工艺计算4.1 再生系统4.1.1 燃烧计算再生器物料平衡是计算待再生催化剂进入再生器后焦炭燃的产物，焦炭量按新鲜原料油的 8%计算：焦炭产量=130000 8% = 10400 Kg/h=866.67kmol /h H/C = 8.93 0.425 （CO 2 + O2 ）- 0.257C0/（CO 2 + CO） =1.1436 / 14.4 = 0.0794烧碳量=10400 92.66% = 9634.98 kg/h烧氢量=10400 9634.98=765.02 kg/h已知烟气组成（体）：CO 2 : CO = 14.2 : 0.2 = 71 : 1 根据: C + O2= CO2 2C + O2= 2CO 2H2 + O2= 2H2O生成 CO2 的碳为 9634.9871/（71+ 1)= 9501.80kg/h=791.76kmol/h生成 CO 的碳为：9634.98 9501.16 = 133.82kg/g=11.15kmol/h生成 CO2 的耗氧量为：791.76 1 = 791.76 kmol/h生成 CO 的耗氧量为：11.15 1/2 = 5.575kmol/h生成 H2O 的耗氧量为：765.02 1/2 1/2 = 191.26kmol/h则理论的耗氧量为:791.76+5.575+191.26=988.59kmol/h理论氮为：988.59 79/21 = 3718.98 kmol/h所以，可知燃料产物为 791.76kmol/h CO2， 11.15kmol/h CO，191.26 2 = 382.52kmol/h H2O。理论干烟气包括燃烧生成 CO2 和 CO 和理论氮则总量:791.76 + 11.15+ 3718.98 = 4521.89kmol/h已知烟气中过剩氧为 4% 所以过剩空气摩尔百分数： (4100/21)100% = 19%过剩空气：（过剩空气百分数/ 1- 过剩空气百分数） 理论干烟气气量= 0.19/（1 0.19）4521.89 = 1060.69kmol/h哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 13过剩氧气： 1060.690.21 = 222.74kmol/h过剩空气含氮:1060.69 222.89= 837.95kmol/h实际干烟气为理论生成干烟气和过剩空气组成：4521.69+ 1060.69 = 5582.67kmol/h理论干空气用量: 988.59+3718.98+ 1060.69=5768.26kmol/h已知空气的相对湿度为 70% ，温度为 25 C，根据石油加工工艺中册图 6-29 查得：水蒸气/干空气 = 0.016 （摩尔）空气中含水蒸气为 :0.016 5768.26 = 92.29kmol/h湿空气： 5768.26+ 92.29= 5860.55 kmol/h已知回炼比 0.5， 剂油比为 6.0回炼油浆：130000 0.5 =65000kg/h剂/油 = 剂 /（130000 + 26000）= 6.0所以催化剂循环量为:6.0（130000+26000）=1170000kg/h依据每吨催化剂带入 1kg 水汽,则催化剂循环量为 1170t/h 则带入1170 kg/h=65 kmol /h吹扫松动水蒸气量：500kg/h=27.78kmol /h水蒸气为湿度与生成水及本身带入和吹扫的水蒸气之和烟气中水蒸气为：92.29+27.78+65+382.52=567.59kmol/h综上所述可以得出再生器烟气流量及组成如表 4-1。表 4-1 再生器烟气流量及组成组分 分子量 流量（kmo/h） 摩尔百分数湿烟气 干烟气O2 32 222.74 3.62 3.99CO 28 11.15 0.18 0.20CO2 44 791.76 12.88 14.18N2 28 4556.93 74.13 81.23干烟气 30 5582.67 100总水蒸气 18 567.59 9.19湿烟气 29 6150.16 1004.1.2 热量平衡根据 Qi = Ni CPi t 式中：Q i ： 热流量 KJ/h Ni ： 物流 Ni 的流量 kmol/hCPi：物流 i 的热容 kJ/（kmolC） t: 温度 C4.1.2.1 热流量入方哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）14(1)干空气 t = 162 C CP = 44.6814 kJ/kmolCQ1 = 5768.2644.681 162 = 41.75 106 kJ/h(2)湿空气中水蒸气 C 水 =34.542 kJ/kmolCQ2 = 92.29 34.542 162 =0.52 106 kJ/h(3)催化剂带入水蒸气 Q3=6535.6 505 = 1.17 106 kJ/h(4)吹扫、松动水蒸气 Q4= 27.7834.6280 =0.27106kJ/h(5)烧焦炭 Q5 =866.67 15.6 505 =6.83106 kJ/h(6)催化剂 Q6 (7)燃烧热 Q7，j = NjH 查石油馏分焓图得CO2 Q7，1 = 791.76407.0 103 =322 106kJ/hCO Q7，2 =11.15 122.7 103 =1.37106 kJ/hH2O Q7，3 = 382.52 239.4103 =91.58 106 kJ/hQ7 =（322 +1.37+91.58）10 6= 414.98106kJ/h共计 Q = Qi = (41.75+0.52+1.17+0.27+6.83+414.95)106 + Q6=465.49 106 + Q64.1.2.3 热流量出方干烟气 Q， 1 = 5582.67 32.58 700 = 127.32 106 kJ/h(1)水蒸气 Q， 2 =564.81 39.877 700 = 15.77 106kJ/h (2)催化剂带出水蒸气 Q， 3 = 65 39.877 700= 1.81 106 kJ/h(3)脱附热，脱附热为燃烧热的 11.5%Q， 4 = 414.98 106 0.115 =47.72 106 kJ/h(4)热损失 = 582 烧碳量Q， 5 = 582 9634.98 = 5.6 106kJ/h(5)催化剂 Q， 6出方的能量:Q ， = (15.77+47.72+5.6+127.32)106 + Q， 6=196.41106 + Q， 6根据热量平衡式： 465.46 106 + Q6 = 196.41 106 + Q， 6催化剂升温所需的热量：Q=Q 6-Q6=269.05106kJ/h4.1.3 催化剂循环量催化剂平均比热为 1.086kJ/（kgC） 。设催化剂循环量为 W/h 1.086W（700-505）=269.0510 6 W=1.27106kg/h因为回炼比 0.5，所以剂油比为:1.2710 6/ 130000（1+0.5 ）=6.5综上所述可得再生器物料平衡如表 4-2、热平衡如表 4-3。哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）14表 4-2 再生器物料平衡入方 kg/h 出方 kg/h干空气 167279.54 干烟气 161897.43主风带入 1661.22 生成水汽 6885.36待生剂带入 1170水汽 带入水汽 3331.26水汽松动 .吹动 500 合计 172114.05合计 17.06104焦碳 10400循环催化剂（kg/h） 1.27106循环催化剂 1.27106合计 145104 合计 145104表 4-3 再生器热平衡表入方，10 6kJ/h 出方，10 6kJ/h 生成 CO2 放热 322 焦碳脱附热 47.72生成 CO 放热 1.37 主风干空气升温需热 127.23生成 H2O 放热 91.58 主风带入水气升温需热 15.77吹扫、松动蒸汽 0.24 加热催化剂需热 268.44焦碳升温需热 6.83 散热损失 5.6催化剂带入水蒸气的热量1.17焦碳燃烧热干空气的热量 41.8合计 464.99 合计 464.99再生器的尺寸设计1/4D2U=VS D=(4VS/U 密 )0.5=45860.55*29/(3.140.93600)0.5=8.2m烧焦强度=烧焦量 /藏量 藏量= 烧焦量/烧焦强度 =10400/0.2=52000kgV 密 =藏量/ 密 =52000/300=173.33m3H 密 = V 密 /A 密 =173.334/3.148.22=3.28m1/4D2U 稀 =VS D=(4VS/U 稀 )0.5=(46150.1729/3.140.63600)0.5=10.26m哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）16TDH=(2.7D-0.36-0.7) EXP(0.7UFDT-0.23) DT=(2.7 10.26-0.36-0.7) EXP(0.70.610.26-0.23) 10.26=6.1再生器的工艺结构图 4-1。 集 气 室人 孔冷 却 蒸 汽旋 风 分 离 器装 卸 手 孔燃 料 油辅 助燃 烧室燃料气燃料油 二 次 风待 生 管淹 流 管紧 急 喷 水稀 相喷 水衬 里 烟 气 窗 口 人 孔一次风 看火窗图 4-1再 生 器 结 构 简 图4.1.4 空床流速4.1.4.1 密相床层 进入密相床层的气相流量为：干烟气：5582.67kmol/h 、水蒸气：567.59-4.4=563.19kmol/h（从水蒸气中 563.19kmol/h 扣除稀相床层中吹入的吹扫蒸汽 4.4kmol/h） ，所以气相流量为 5582.67+563.19=6145.86 kmol/h已知床层温度为 700 C ，压力为 200+2=202kpa 所以体积流量：6145.8622.4（273+700 ）101.310 3/（27320210 33600）=68.34m 3/s4.1.4.2 稀相床层有 4.4kmol/h 水蒸气吹入，因此流量为 6129.48+4.4=6133.88Kmol/h体积流量：6133.8822.4（273+710 ）101.310 3/（27320010 33600）哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 17=69.79m3/s4.2 提升管反应器提升管反应器的流程图 4-2。再生剂、烟气、水汽新鲜原料回炼油回炼油浆雾化蒸汽反应油气、催化剂、烟气、水蒸汽、预提升蒸汽反应温度图 4-2 提升管反应器的流程4.2.1 物料衡算新鲜原油：130000kg/h 回炼油：回炼油浆=1：0.25回炼比=（回炼油流量 +回炼油浆流量） /新鲜原油=0.5回炼油流量+回炼油浆流量=0.5130000=65000kg/h回炼油浆流量：650000.25/(1+0.25)=13000kg/h则回炼油流量:65000-13000=52000 kg/h催化剂循环量：W=1.2710 6kg/hS=（90%馏出温度-10%馏出温度）（90-10）tv=（t 10+t30+t50+t70+t90）5lnme=-2.21181-0.012800tv0.6667+3.6478s0.3333me=e lnme tme=tv-me由因为 K=11.8,由 tme 和 k 查表（石油炼制工程 ）P 76 可得相对分子分子质量见表 4-4 。表 4-4 物料相对分子质量物料 稳定汽油 轻柴油 回炼油 回炼油浆 原料油哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）18平均相对分子量 106 214 342 392 445反应器水蒸气包括：新鲜原料雾化的水蒸汽： 12.5%油 1300kg/h回炼油雾化的水蒸气： 4% 油 2080 kg/h预提升所需水蒸气： 1kg/t剂 1270kg/h汽提所需水蒸气； 2kg/t剂 2540kg/h催化剂带入水蒸气： 1.4kg/t剂 1778kg/h反应器总吹扫松动水蒸气： 4kg/t剂 5080kg/h共 计 14048 kg/h催化剂带入烟气： 1kg/t 剂 1270kg/h综上所述列见入方水蒸汽流量表 4-5、反应器物料平衡见表 4-6。表 4-5 入方水蒸汽项目 质量流量/Kg/h 分子量 kmol/h进料雾化 2080 18 115.56预提升蒸汽 1270 70.56吹扫、松动水蒸汽 5080 282.22气提蒸汽 2540 141.11回炼油雾化的水蒸汽 2080 115.56再生剂带入水蒸气 1778 98.78水蒸气总量 14828 780.44表 4-6 反应器物料平衡名称 相对平均分子量 对新鲜原料油 %（质量）流量kg/h kmol/h新鲜原料油 444 100 130000 292.79回炼油 342 52000 152.05回炼油浆 392 13000 33.13催化剂 1270000水蒸气 18 14048 780.44进 料再生剂带入烟气29 1270 43.79哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 19共计 100 1480318 1302.2带出烟气 29 1270 43.79水蒸汽 18 14080 780.44回炼油浆 392 13000 33.13回炼油 342 52000 152.05干气 30 5 6500 216.67液化气 50 11.0 14300 286稳定汽油 106 48 62400 588.68轻柴油 214 21.2 27560 128.79油浆 282 6.0 7800 27.66焦碳 8.0 10400损失 30 0.8 1040 34.67催化剂 1270000出 料 料 共计 100 1480318 2653.834.2.2 热量衡算4.2.2.1 热量入方 . 各进料温度催化剂为 700C . 回炼油浆：350C . 由催化剂带入的水蒸气和烟气 700C需汽提： 4kg/t剂=41270=5080kg/h预汽提： 1kg/t剂=11270=1270kg/h吹扫等水蒸气： 4.418=79.2kg/h共计： 6429.2kg/h当 250C 时查焓表可知所需的水蒸气所需热量: H （t） =2790kJ/Kg比热=4.844 kJ/（kgC ） 。则可知水蒸气的量为 576Kg=32 kmol设原料油和回炼油温度为 t催化剂平均比热为 1.086kJ/（kgC） 。a.催化剂： Q1=12701.086700103=0.97109 KJ /hb.催化剂带入烟气查表 CP = 32.57kJ/kmolC Q2=43.7932.57700=1.0106kJ/hc.催化剂带入水蒸气 CP = 38.877kJ/kmolC Q3=9938.877700=2.69106kJ/h300C 水蒸气 Q4 =357.181.92300=0.21106kJ/h哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）20d.250C 水蒸气 Q5=321.91250=0.016106k J/he.原料油和回炼油温度为 t 此焓为 H（t ） Q6=（130000+65000）H t= 195000H（t） 回炼油浆温度为 350C . 查 焓在（石油炼制工程 ）P 99H=198.0kcal/kg=198.04.184=828.432kJ/kgQ7=13000828.43=10.77106kJ/hh.焦碳吸附的吸附热等于脱附热Q8=47.72106kJ/kg共计 Q=1.064109+165000 H（t）4.2.2.2 热量出方各出料温度为 505Ca.催化剂 ：Q 1=12701031.086505=0.70109kJ/hb.催化剂带出的烟气：Q 2=127030.1505=1.93107kJ/hc.催化剂带出的水蒸气（由再生器热量流出方知）：Q3=1.17106kJ/hd.水蒸气 ：Q 4=（357.18+32）1.98505=0.03210 6kJ/he.原料油和回炼油在 505C 时汽化为油气。油气的焓为由 505 C 查到油的密度 。由（石油炼制工程 ）P 99）查得 H（t） =3404.184=1443.5kJ/kgQ5=（130000+65000）1443.5=281.4810 6kJ/hf.在 505C 时油浆汽化为油气 .此焓为 1443.5kJ/kgQ6=130001443.5=18.77106kJ/hd.催化碳带出热量 催化碳=总碳 -可汽提碳-附加碳可汽提催化碳=W0.02% =12701030.02%=254kg/h附加碳=新鲜原料 5.38%0.6=1300005.38%0.6=4196.4 kg/h焦化碳量=9634.98-254-4196.4=5184.58 查焓图得Q7=5184.5821804.1868=47.32106 kJ/h共 计： Q=1.062109kJ/h热量平衡 1.064109+165000H（t ） =1.062109 kJ/H 令混合原料油的预热温度为283C混合原料的相对密度 d 混d 混 =v 新 d 新 +v 回 d 回 +v 浆 d 浆v 新 =130000/0.8995（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.62 m 3/hv 回 =65000/0.8800（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.32 m 3/h 浆哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 21=13000/0.9985（130000/0.8995+65000/0.8800+13000/0.9985）=0.056 m 3/h则 d 混 =0.620.8995+0.320.8800+0.0560.9985=0.56+0.28+0.056 =0.9m3/h t=283C d 混 =0.9 k=11.8 查焓湿图H（283C）=1624.184=677.81kJ/kg入方=13210 6+196000677.8=1106106kJ/h出方=1274.810 6 kJ/h故反应器部分应取热；Q 取 =1274.8106-1106106=168.8106kJ/h原料入口流速、提升管进料流量和温度如下表 4-7、4-8 所示。表 4-7 提升管入口进料热量名称 流量 温度 /C Q106/kJ/hkg/h kmol/h新鲜原料油 130000 292.79 235回炼油 52000 196.23 265回炼油浆 13000 53.57 3500.195 H（t）催化剂带入的烟气 1270 67.27 700 1.0催化剂带入的水蒸气 1782 99 700 2.69水蒸气 6429.3 357.19 300 0.21水蒸气 576 32 250 0.16催化剂 1270103 700 970共计 1475057 1106表 4-8 提升管出口物料 505C 的热量项目 kg/h 相对分子质量 kmol/h Q106/kJ/h干气 6500 30 216.67液化气 14300 30 476.67汽油 62400 106 588.68轻柴油 27560 214 128.79油浆 7800 282 27.66回炼油 52000 340 152.94回炼油浆 13000 392 33.161226.48烟气 1270 30 42.33 0.67水蒸气 14048 18 780.44 8.29催化剂 1270103 700 700损失 1040 30 18.57 4.1哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）22油+气合计 199950 2465.91 1274.84.2.3 提升管工艺计算4.2.3.1 提升管进料处的压力和温度 (1)压力沉降器顶部压力为 200kPa 设进油处至沉降器顶部的总压降为 19.5 kPa,则提升管内进油处的压力为 200+19.5=219.5 kPa(2)温度加热炉出口温度为 235C,此时原料油处于液相状态.经雾化进入提升管与700C 的再生剂接触,立即气化.原料油与高温催化剂接触后的温度可由热平衡来计算。催化剂和烟气由 700C 降至 TC 放出的热=12701031.097(700-T)+12701.09(700-T)= 139.46104(700-T)综上所述可得出油和蒸汽的热量如表 4-9。表 4-9 油和蒸汽的热量计算其中 1.097 和 1.09 分别为催化剂和烟气的比热查焓表可知根据热平衡原理:139.46(700-T) =13A+5.2B+1.3C+6.4D设 T =480C 则查焓图可得 A=1335kJ/kg B=1322kJ/kg C=1255kJkg D=920kJ/kg左边=139.46190=26497.4右边=17355+6874+1632+589=26450 相对误差为 0.17%,所以 T =480C4.2.3.2 提升管直径1) 选取提升管内径 D1.2m，则提升管截面积 F 3.14D2/41.1m 22) 提升管进料处的压力沉降器顶部的压力为 200kPa（表）,设进油处至沉降器顶部的总压降为 24 kPa，则提升管内进油处的压力为 200+24224 kPa（表） 。3) 核算提升管下部气速由物料平衡得油气、蒸汽和烟气的总流率为 1302.2kmol/h,物 流 流量 进 出kg/h 温度/C 焓 kJ/kg 热量 KJ/h 温度 kJ/kg 热量/kJ/h原料 130000 235 577 75010000 T A 13104 A回炼油、 52000 265 659 34268000 T B 5.2104 B油浆 13000 350 849 11037000 T C 1.3104 C水蒸气 6429.2 300 552 3548918 T D 064104 D哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 23所以下部气体体积流率为：V 下1302.222.4 （480+273）101.3/ （224+101.3）27324695 m 3/h6.86m 3/s下部气速为 u 下 V 下 /F 6.86/1.16.24m/s4）核算提升管出口气速提升管出口处油气的总流率为 2501.65 kmol/h，所以，出口处油气体积流率为：V 上2653.8322.4 （480+273）101.3/ （200+101.3）27355127(m 3/h)15.31m 3/s所以出口线速为 u 上 V 上 /F15.31/1.113.92m/s核算结果表明：提升管出、入口线速在一般设计范围内，故所选内径 D1.2 m 是可行的。5) 提升管长度提升管平均气速 u=(u 上 -u 下 )/ln(u 上 /u 下 )=(15.13-6.24)/ln(15.13/6.24)=10.04m/s反应时间为 3 秒，则提升管的有效长度 Lu3 10.04330.11m6) 核算提升管总压降设计的提升管由沉降器的中部进入，根据沉降器的直径何提升管拐弯的要求，提升管直立管部分长 25m，水平管部分 6m，提升管出口向下以便催化剂与油气快速分离。提升管出口至沉降器内一级旋风分离器入口高度取 7m，其间密度根据经验取 8kg/m3.提升管总压降包括静压 ph、摩擦压降 pf 及转向、出口损失等压降 pa。各项分别计算如下：提升管内密度计算见表 4-10。1）p h表 4-10 提升管内密度计项目 上部 下部 对数平均值催化剂流率/kg/h 1270 1270油气流率/m 3/s 15.31 6.86视密度/kg/m 3 21.33 48.8 33.19气速/m/s 13.92 6.24 11.23滑落系数 1.1 2.0实际密度/kg/m 3 23.46 97.6 52phr h10-4=522510-4=12.4 kPa2) pf(直管摩擦压降)哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）24pf=7.910-8L/Du2g=7.910-830/1.233.191029.81=0.61(kPa)3）p apaNu 210-4/2=3.510.04233.1910-4/2=5.81KPa(N=3.5，包括两次转向及出口损失)4）提升管总压降p 提p 提 ph+pf+pa12.4+0.67+5.8118.89KPa5）校核原料油进口处压力提升管出口至沉降器顶部压降：8710 -40.56KPa提升管内原料入口处压力：沉降器顶部压力+0.56+p 提 200+0.56+18.89219.45KPa （表）此值与前面假设的 219.5 KPa（表）基本相同，故前面计算时假设的压力不用重算。4.2.3.3 预提升段的直径和高度1）直径预提升段的烟气及预提升蒸汽的流率43.79+1270/18114.35kmol/h 体积流率114.3522.4（700+273 ）101.3/273（219.45+101.3）36000.8m 3/s取预提升段气速为 1.5 m/s，则预提升段直径 D 预 0.84/（1.53.14） 1/2=0.82m取预提升段直径 0.82m.2) 高度考虑到进料喷嘴以下设有事故蒸汽进口管、人孔、再生剂斜管入口等，预提升段的高度取 4m。由上面的计算可知预提升段长度 4m，内径 0.82m；反应段长 30.11m，内径 1.2m，其中 25m 是直立管、6m 是水平管；提升管全长 35m，直立管 29m，见图 4-3 所示。哈尔滨工业大学本科毕业设计（论文）- 25待 生 剂再 生 剂 预 提 升 气提 升 管气 提 蒸 汽 气 提 段沉降器旋 风 分 离 器 反 应 产 物图 4-3